JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)

1

Abstrak—Jaringan pertukaran massa diperlukan

dalam industri kimia untuk mengurangi limbah yang dihasilkan

oleh sebuah pabrik agar tercapai ambang batas yang ditentukan

dan biaya serendah mungkin, serta meningkatkan produksi

pabrik. Tujuan penelitian ini menentukan jaringan pertukaran

massa dengan 2-rich stream dan 2-lean stream pada proses

absorpsi sweetening COG (Coke Oven Gas) dan menentukan

Total Annualized Cost (TAC) minimum pada beberapa variabel ε

(parameter perbedaan komposisi minimum yang

diperbolehkan). Sweetening COG adalah penghilangan asam

pada impuritis, terutama hidrogen sulfida dari COG, R1 (Rich

Stream 1), (campuran H2, CH4, CO, N2, NH3, CO2, dan H2S). H2S

merupakan impuritis yang tidak diinginkan, karena bersifat

korosif dan memberikan kontribusi pada emisi SO2 ketika COG

dibakar. Aqueous ammonia adalah kandidat pelarut (proses lean-

stream, S1 (Lean Stream 1)) dan chilled methanol (MSAs (Mass

Separating Agents) eksternal, S2 (Lean Stream 2)). Gas-gas asam

yang distripping dimasukkan ke “Unit Claus” di mana elemen

sulfur dikembalikan dari H2S. Tail gases yang meninggalkan unit

Claus adalah R2 (Rich Stream 2). Langkah pertama dalam

penelitian ini adalah mengumpulkan data yaitu laju alir, jumlah

rich stream dan lean stream, dan komposisi aliran masuk dan

aliran target. Selanjutnya mendesain sistem integrasi massa

dengan metode diagram pinch dengan menghitung pertukaran

massa masing-masing komposisi 2-rich stream dan 2-lean stream,

membuat kurva komposit, mengombinasikan garis dan

memadukan aliran dari rich stream dan lean stream serta

membuat grid diagram. Simulasi pertukaran massa pada kolom

absorber dilakukan dengan menggunakan software ProMax.

Metodologi ini dilakukan pada masing-masing variabel Ɛ, yaitu

Ɛ= 0,0005, Ɛ = 0,001, Ɛ= 0,002, Ɛ= 0,003, Ɛ= 0,004. Dari hasil

penelitian ada dua Total Annualized Cost (TAC) pada masing-

masing variabel Ɛ. Total Annualized Cost (TAC) pertama didapat

dengan melakukan splitting pada bagian aliran MSAs eksternal

daerah bawah pinch dan yang kedua tidak melakukan splitting.

Berdasarkan grafik antara harga dengan (Total Annualized Cost

(TAC), annual operating cost dan annualized fixed cost) sebagai

sumbu y dan nilai variabel Ɛ pada sumbu x dapat disimpulkan

bahwa jaringan pertukaran massa pada kondisi paling efisien

ketika Ɛ=0,0005912 dengan split aliran MSAs eksternal di bawah

pinch dan TAC optimum sebesar $ 1.187.500 /year

Kata Kunci— Industri, Jaringan Pertukaran

Massa, Sweetening COG.

I. PENDAHULUAN

ADA industri kimia, menganalisa dan melakukan optimasi

terhadap suatu unit sangat penting. Karena semakin

berkembangnya dunia industri, tuntutan akan adanya industri

yang efisien menjadi tak terelakkan. Proses optimasi adalah

dasar engineering, karena fungsi klasik seorang insinyur

adalah untuk mendesain sistem yang baru, yang lebih baik,

lebih efisien dan lebih murah, serta memikirkan sistem atau

prosedur untuk meningkatkan operasi sistem yang telah ada[1].

Untuk mengurangi limbah yang dihasilkan oleh sebuah

pabrik untuk level yang dapat diterima dan biaya serendah

mungkin, serta meningkatkan produksi pabrik maka digunakan

sintesis Mass Exchange Network (MEN). Operasi pertukaran

massa dapat digunakan pada proses absorpsi, adsorpsi,

stripping, ion exchange, solvent extraction, dan leaching [2].

Sampai saat ini, dibandingkan dengan penelitian yang sedang

berkembang pada sintesis jaringan pertukaran panas (HENS),

hanya sedikit laporan penelitian yang telah diberikan untuk

mengatasi integrasi jaringan perpindahan massa (MENS)[3].

El-Halwagi dan Manousioutakis memperkenalkan masalah

dalam mempersatukan mass exchange network “MENs” dan

menemukan teknik sistematis untuk optimal desain [4].

Gambar 1. Schematic Representation of the MEN Synthesis

Problem

Penelitian ini memilih jaringan pertukaran massa yang

paling efisien pada proses absorpsi. Dalam absorpsi, campuran

gas dikontakkan dengan pelarut cair yang dapat melarutkan

satu atau dua komponen dari gas[5]. Laju alir cairan, suhu, dan

tekanan adalah variabel-variabel penting yang akan ditetapkan

[6]. Pada absorbsi zat yang terlarut menyebar dari fase gas ke

fase liquid, maka harus ada gradient konsentrasi pada arah

perpindahan massa pada setiap fase. Diasumsikan bahwa tidak

ada reaksi kimia yang terjadi. Konsentrasi A dari daerah utama

pada gas adalah yA,G (fraksi mol) dan turun ke yAi pada

interfase. Untuk liquid, konsentrasi dari xA,i pada interfase ke

xA,L pada bulk liquid. Konsentrasi bulk yA,G dan xA,L jelas

bukan merupakan nilai kesetimbangan, karena jika tidak difusi

zat terlarut tidak akan terjadi [7]. Sebelum adanya jaringan

Jaringan Pertukaran Massa dengan 2-Rich

Stream dan 2-Lean Stream pada Kolom

Absorber Terintegrasi Sweetening COG

Frestia Utami, Angga Wahyu Wicaksono, Renanto , Juwari

Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Sepuluh Nopember (ITS)

Jl. Arief Rahman Hakim, Surabaya 60111 Indonesia

e-mail:renanto@chem-eng.its.ac.id

P

JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)

2

pertukaran massa, kemungkinan besar keluaran dari proses

absorpsi akan di buang sebagai waste, padahal sebenarnya

didalam waste tersebut masih terkandung komponen yang

diinginkan. Setelah melakukan pertukaran massa maka massa

yang diinginkan tersebut akan digunakan kembali untuk proses

sehingga dapat mengurangi pemakaian makeup proses [8].

Sistematisnya, ada 2 tahap prosedur pada sintesis MEN. Tahap

pertama, digunakan prosedur termodinamika dalam

mengidentifikasi pinch point. Analisis ini mengembangkan

gambaran semua integrasi pada rich stream. Hal ini dapat

dicapai dengan mengembangkan representasi komposit massa

yang dipertukarkan dari semua rich stream. Pada tahap

pertama akan dihasilkan mass exchanged dari jaringan

pertukaran massa. Tujuan dari tahap kedua adalah untuk

meningkatkan desain pada tahap awal dan mengembangkan

konfigurasi akhir dari Mass Exchange Network yang sesuai

yang nantinya akan meminimalisasi biaya serendah mungkin.

Proses yang diamati adalah Sweetening COG [9]. Simulasi

menggunakan Software ProMax. ProMax adalah software

simulasi yang digunakan untuk mendesain dan mengoptimasi

pemrosesan gas, pengolahan, dan fasilitas kimia[10].

Tujuan dari penelitian yang akan dilakukan ini adalah

mendapatkan jaringan pertukaran massa dengan 2-rich stream

dan 2-lean stream pada proses absorpsi dari beberapa variabel

Ɛ menggunakan software ProMax dan mendapatkan Total

Annualized Cost minimum pada beberapa variabel Ɛ.

II. URAIAN PENELITIAN

Proses yang Diamati (Sweetening COG)

Gambar 2. Proses Sweetening COG

Tujuan dasar dari sweetening COG adalah penghilangan asam

pada impuritis, terutama hidrogen sulfida dari COG, R1, (campuran

H2, CH4, CO, N2, NH3, CO2, dan H2S). Hidrogen sulfida merupakan

impuritis bersifat korosif dan memberikan kontribusi pada emisi SO2

ketika COG dibakar. Adanya amoniak dalam COG dan selektivitas

aqueous ammonia dalam menyerap H2S menunjukkan bahwa

aqueous ammonia adalah kandidat pelarut/solvent (proses lean-

stream, S1). Selain amonia, MSAs eksternal (chilled methanol, S2)

juga tersedia untuk melengkapi larutan aqueous ammonia yang

diperlukan. Gas asam yang selanjutnya distripping dari pelarut dan

MSAs regenerasi yang disirkulasikan. Gas-gas asam yang distripping

dimasukkan ke’’Unit Claus’’ di mana elemen sulfur dikembalikan

dari hidrogen sulfida. Dalam pengendalian pencemaran udara, tail

gases meninggalkan unit Claus, R2, harus diolah untuk pengangkatan

sebagian dari hidrogen sulfida yang belum dikonversi[9].

Tabel 1. Data Rich Stream Sweetening COG

Tabel 2. Data Lean Stream Sweetening COG

Pada table 1 dapat diketahui bahwa ada 2 aliran rich stream

dimana laju alir (Gi) dari R1>R2, yis dan yit merupakan

komposisi supply dan target dari rich stream. Pada tabel 2

dapat diketahui juga ada 2 aliran lean stream. x1s dan x1

t

merupakan komposisi supply dan target dari lean stream,

sedangkan mj dan bj merupakan slope dan intercept dari

fungsi kesetimbangan, kemudian cj adalah harga dari MSAs.

Pengumpulan dan Pengolahan Data

Setelah mendapatkan data stream, selanjutnya

menentukan variabel yang digunakan. ε yang digunakan adalah

overall driving force berdasarkan fase liquid yaitu ε = x*-x

dimana x*= y/m [7]. Variabelnya ε=0,0005 , ε=0,001, ε=0,002

, ε=0,003 , ε=0,004.

Selanjutnya yang dilakukan adalah menentukan jaringan

pertukaran massa dengan metode pinch diagram, membuat

grid diagram, menentukan annual operating cost, simulasi

konfigurasi jaringan pertukran massa menggunakan software

ProMax, Menentukan annualized fixed cost, menentukan total

annualized cost (TAC) dan TAC paling minimum.

IV. HASIL DAN DISKUSI

A. Mendesain Mass Exchange Network Menggunakan

Metode Pinch Diagram

Untuk mendapatkan desain MEN dengan metode pinch

yaitu dengan membuat kurva komposit mass exchanged dari

komposisi rich stream dan lean stream.

Gambar 3. Composite curve MEN pada ε = 0.0005

JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)

3

Gambar 4. Composite curve MEN pada ε = 0.001

Gambar 5. Composite curve MEN pada ε = 0.002

Gambar 6. composite curve MEN pada ε = 0.003

Gambar 7. Composite curve MEN pada ε = 0.004

Dari kurva komposit didapatkan nilai Mass Exchanged

masing-masing variabel Ɛ, kemudian berdasarkan persamaan

MRi = Gi(yis – yi

t) i = 1, 2, … , NR didapatkan nilai S1 dan

penggunaan MSAs eksternal S2 seperti pada tabel berikut :

Tabel 3. Hasil perhitungan nilai S1 dan S2

Berdasarkan tabel diatas,semakin besar nilai Ɛ maka semakin

kecil nilai mass exchanged yang didapat dan penggunaan S1

namun semakin besar penggunaan S2.

B. Membuat Grid Diagram Mass Exchange Network

Berdasarkan kurva komposit masing- masing variable

ε didapatkan nilai komposisi untuk daerah di atas dan di bawah

pinch. Sistem di atas pinch harus memenuhi syarat untuk bisa

dipertukarkan massanya,yaitu :

jumlah aliran rich stream ≤ jumlah aliran lean stream

Pada proses sweetening COG, jumlah aliran rich stream lebih

sedikit daripada jumlah aliran lean stream. Oleh karena itu

harus dilakukan split aliran pada lean stream menjadi dua

aliran. Kemudian untuk daerah di bawah pinch harus

memenuhi syarat untuk bisa dipertukarkan massanya,yaitu :

jumlah aliran rich stream ≥ jumlah aliran lean stream

Syarat ini digunakan apabila aliran lean stream melebihi batas

pinch, jika tidak maka aliran dapat di split atau tidak.

Gambar 8. Grid diagram MEN pada ε = 0.0005 dan daerah

bawah pinch dilakukan splitting

JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)

4

Gambar 9. Grid diagram MEN pada ε = 0.001 dan daerah

bawah pinch dilakukan splitting

Gambar 10. Grid diagram MEN pada ε = 0.002 dan daerah

bawah pinch dilakukan splitting

Gambar 11. Grid diagram MEN pada ε = 0.003 dan daerah

bawah pinch dilakukan splitting

Gambar 12. Grid diagram MEN pada ε = 0.004 dan daerah

bawah pinch dilakukan splitting

Kemudian membuat grid diagram masing-masing variabel

ε dan untuk daerah di bawah pinch tanpa melakukan split

aliran. Berikut adalah gambar dari grid diagram untuk masing-

masing variabel ε :

Gambar 13. Grid diagram MEN pada ε = 0.0005 dan daerah

bawah pinch tidak dilakukan splitting

Gambar 14. Grid diagram MEN pada ε = 0.001 dan daerah

bawah pinch tidak dilakukan splitting

Gambar 15. Grid diagram MEN pada ε = 0.002 dan daerah

bawah pinch tidak dilakukan splitting

Gambar 16. Grid diagram MEN pada ε = 0.003 dan daerah

bawah pinch tidak dilakukan splitting

JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)

5

Gambar 17. Grid diagram MEN pada ε = 0.004 dan daerah

bawah pinch tidak dilakukan splitting

C. Menghitung Nilai Annual Operating Cost (AOC)

Setelah mendapatkan nilai S1(Aqueous Ammonia) dan

penggunaan MSAs eksternal S2(Chilled Methanol).

Selanjutnya dapat menentukan nilai annual operating cost

(AOC) pada masing-masing variabel Ɛ.

AOC didapat dari perkalian waktu operasi,massa eksternal

MSAs yang digunakan dan harga eksternal MSAs , dengan

Asumsi pabrik beroperasi 330 hari = 28512000 s.

Tabel 4. Hasil perhitungan Annual Operating Cost (AOC)

Dari tabel diatas diketahui bahwa semakin besar nilai Ɛ maka

semakin tinggi nilai AOC. Nilai AOC menggunakan split di

bawah pinch dan tidak displit di bawah pinch adalah sama

karena nilainya bergantung pada kurva komposit.

D. Simulasi Konfigurasi Mass Exchange Network pada

Software ProMax

Selanjutnya adalah menyimulasikan ulang desain yang

telah diintegrasi ke dalam software ProMax. Dari simulasi

didapatkan Annualized fixed cost. Simulasi dilakukan

berdasarkan analisa metode pinch dengan daerah di bawah

nilai pinch yang di split dan yang tidak. Adapun simulasi pada

software ProMax sebagai berikut berdasarkan beberapa

variabel Ɛ :

Gambar 18. Simulasi MEN dengan split di bawah pinch

Gambar 19. Simulasi MEN dengan daerah bawah pinch tidak

displit

Data-data yang diinputkan ke dalam kolom absorber pada

Software Promax adalah laju alir, komposisi supply dan

komposisi target masing-masing aliran rich stream dan lean

stream. Dari simulasi didapatkan besarnya ukuran diameter

packing pada absorber Untuk perhitungan tinggi absorber

yaitu: H= HTUy . NTUy (1)

Asumsi HTUy sebesar 0,6.

(2)

Dimana:

(3)

Installed cost of column = 2300H0.85.D0.95 (4)

The packing cost is $ 800/m3

Capital cost = Installed cost of column + Packing cost (5)

Perhitungan Annualized Fixed Cost (AFC):

(6)

Tabel 5. Hasil perhitungan annualized fixed cost (AFC) antara

daerah bawah pinch dilakukan splitting dan t

Dari tabel dapat diketahui bahwa semakin besar nilai Ɛ maka

semakin kecil nilai, begitu sebaliknya. Dari nilai AFC yang

didapatkan MEN ini menunjukkan bahwa dengan melakukan

split pada daerah bawah pinch akan mendapatkan nilai AFC

lebih rendah dibanding tidak melakukan split pada daerah

bawah pinch. Hal ini disebabkan karena ketika tidak dilakukan

split, kinerja absorber akan lebih berat.

JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)

6

E. Menghitung Total Annual Cost (TAC)

Total Annualized Cost (TAC) didapatkan dari penjumlahan

annual operating cost dan annualized fixed cost.

Tabel 6. Hasil Perhitungan Total Annualized Cost (TAC)

dengan daerah bawah pinch dilakukan Splitting

Tabel 7. Hasil Perhitungan Total Annualized Cost (TAC)

dengan daerah bawah pinch tidak dilakukan Splitting

Berdasarkan tabel dapat dilihat bahwa semakin besar nilai ε

maka semakin tinggi nilai TAC dan sebaliknya apabila

semakin kecil nilai ε maka semakin rendah nilai TAC.

F. Menentukan Total Annual Cost (TAC) Paling Minimum

Nilai Ԑ adalah parameter yang dapat digunakan untuk

mengoptimalkan MEN. Saat Ɛ mendekati nol maka AOC dari

jaringan jadi tidak terhingga. Peningkatan nilai Ԑ

meningkatkan biaya MSA yang digunakan, tetapi menurunkan

AOC. Oleh karena itu, ada nilai dari Ɛ dimana nilai TAC

menjadi optimum. TAC yang paling optimum dapat dilihat

dari grafik dibawah ini :

Gambar 20. Grafik nilai TAC dengan split di bawah pinch

Berdasarkan grafik diketahui bahwa Total Annualized

Cost (TAC) optimum adalah sebesar $ 1.187.200 /year ketika

nilai Ɛ adalah 0,0005912.

Gambar 21. Grafik nilai TAC tidak dengan split di bawah

pinch

Berdasarkan grafik di atas diketahui bahwa Total

Annualized Cost (TAC) optimum adalah sebesar $

1.200.000/year ketika nilai Ɛ adalah 0,000594

V. KESIMPULAN

1. Telah ditentukan jaringan pertukaran massa dengan 2-rich

stream dan 2-lean stream pada kolom absorber terintegrasi

dengan contoh kasus yang diamati adalah proses sweetening

COG. Telah dikaji variabel minimum allowable composition

difference (Ɛ), sehingga didapatkan hubungan antara Ɛ

dengan mass exchanged yaitu semakin besar nilai Ɛ yang

digunakan, maka semakin kecil nilai mass exchanged dan

penggunaan S1(aqueous ammonia) namun semakin besar

penggunaan S2 (Chilled Methanol). Begitu sebaliknya,

2. Total Annual Cost (TAC) yang paling optimum dari

beberapa variabel Ɛ adalah sebesar $ 1.187.000 /year ketika

Ɛ yang digunakan adalah 0,0005912.

DAFTAR PUSTAKA

[1] Hallale, N. and Fraser, D.M. (2000). “Supertargeting for Mass

Exchange Networks Part I: Targeting and Design Techniques”. IChemE,

vol 78, part A, pp. 202-207

[2] El-Halwagi,M.M. (2006).”Process Integration”.USA,San Diego:Elsevier

Inc

[3] Chen, C.L. and Hung, P.S. 2005. “Simultaneous Synthesis of Mass

Exchange Networks for Waste Minimization”. Computers and Chemical

Engineering, vol 29, pp. 1561-1576

[4] El-Halwagi,M.M and Manousiouthakis,V. (1990).”Automatic Synthesis

of Mass-Exchange Networks with Single-Component Targets”.

Chemical Engineering Science, vol 45, no. 9, pp. 2813-2831

[5] Geankoplis, C.J. (1993). “Transport Process and Unit Operations, Third

Edition”. New Jersey, Englewood Cliffs: Prentice Hall Inc

[6] Smith, R. (2005). “Chemical Process Design and Integration”. England,

Chicester: John Wiley & Sons Ltd

[7] Treybal, Robert E. (1980). “Mass Transfer Operations 3rd Edition”.

McGRAW BOOK COMPANY

[8] Hallale, N. and Fraser, D.M. (1998). “Capital Cost Targets for Mass

Exchange Networks, A Special Case: Water Minimisation”. Chemical

Engineering Science, vol. 53, no. 2, pp. 293-313

[9] Hallale, N. and Fraser, D.M. (2000). “Supertargeting for Mass

Exchange Networks Part II: Applications”. IChemE, vol 78, part A, pp.

208-216

[10] Anonim. (2011). “ProMax Foundations”. Texas: Bryan Research &

Engineering, Inc